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Abstract

本发明属于石油加工技术领域，具体涉及一种回收反应能量的方法。它通过提压主风机达到提高整个反再系统操作压力的目的，并借烟机实现更多的电能输出，借新增的反应油气透平膨胀机升级回收反应油气的压力能和高温段热能，其出力或驱动富气压缩机或发电，第二定律能效远高于余锅和循环油浆产汽。整个工艺除在反应油气进主分馏塔转油线上新增透平膨胀机外，其他均无改变，故适于老装置改造和新装置建设。装置提压不会对反再系统的压力平衡和热平衡产生影响。

Description

一种回收反应能量的方法
技术领域
本发明属于石油加工技术领域，具体涉及一种催化裂化装置适当提压反再系统和利用透平膨胀机回收反应油气能量的工艺方法。
背景技术
催化裂化是在适宜温度、压力和催化剂存在的条件下，通过分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合等反应，将重质馏分油转化成液化石油气、汽油、柴油等轻质馏分油，并副产干气、焦炭和少量油浆的炼油装置。它主要包括反应再生、分馏和吸收稳定及烟气能量回收三部分。反应再生的功能是在提升管反应器中将原料油催化裂化成反应油气和在再生器中空气烧焦再生积碳催化剂；分馏和吸收稳定则是通过主分馏塔将来自提升管反应器并经沉降和旋风分离等工艺脱净催化剂粉尘后的反应油气经脱过热和分馏，分离成富气、粗汽油、产品柴油、回炼油和产品油浆，而富气和粗汽油则进一步送吸收稳定以分离成产品干气、液化气和稳定汽油；烟气能量回收则烟机做功和余锅产汽将再生烟气降温降压到约180℃和常压，然后经脱硫脱硝排大气。
现有操作中，再生空气的压力即主风机出口压力约0.3MPag，对应再生烟气和反应油气出系统的压力，由于流路压降不同，通常分别为0.2MPag和0.22MPag，其温度则约为660℃和500℃。这就存在两个缺陷。一)烟机和主风机的压比差别不大，烟气出烟机的压力约15kPag，但再生烟气的摩尔流率略大于主风机，且温度高出约630℃(主风机温度即环境空气温度)，说明烟机出力大于主风机耗力(目前烟机双驱主风机和发电机就源于此)。二)反应油气进主分馏塔，首先约500℃的热量在脱过热段被循环油浆取出产饱和温度只有243℃的3.5MPa蒸汽，热量被严重降级使用(况且炼油厂多配大容量煤产汽，其成本远低于油浆等工艺热产汽)，其次主分馏塔的操作压力通常约0.12MPag，说明反应油气的压力能也损失了。
发明内容
为了解决现有催化裂化装置再生烟气和反应油气能利用不充分的缺点和不足，本发明的目的在于提供一种催化裂化装置适当提压反再系统和利用透平膨胀机回收反应油气能量的新工艺。
本发明是一种回收反应能量的方法，利用催化裂化装置进行催化裂化反应，所述的装置包括主分馏塔、提升管反应器、烧焦再生器，具体步骤如下：
1)新鲜原料油和来自主分馏塔的回炼油，进入提升管反应器，与再生催化剂和过热蒸汽混合，沿提升管反应器以流化状态进行催化裂化反应，产生反应油气和催化剂。
2)将步骤1)的反应油气通入透平膨胀机，透平膨胀机做功，反应油气降压成饱和状态进入主分馏塔，其中，透平膨胀机的进气压力控制在0.42-0.72MPag，出口压力控制在0.22MPag。
3)将步骤1)的催化剂通入烧焦再生器，以及经空气主风机的空气通入烧焦再生器，在烧焦再生器中催化剂经空气氧化再生，副产物烟气依次经过三级旋风分离器、烟气轮机、余热锅炉、烟气脱硫脱硝后排出，其中，空气主风机是二级压缩、最后一级出口压力控制在0.5-0.8MPag、出口温度控制在240℃。
步骤(2)中，反应油气进入主分馏塔的温度控制在460-500℃。
优选的，步骤(2)中，透平膨胀机的进气压力控制在0.55MPag，反应油气进入主分馏塔的温度控制在470℃。
优选的，步骤(3)中，主风机最后一级出口压力控制在0.63MPag。
步骤(3)中，烟气轮机进气压力控制在0.4-0.7MPag，温度控制在650-670℃。
优选的，步骤(3)中，烟气轮机进气压力控制在0.53MPag，温度控制在660℃。
本发明基于以下原理：
1)适当提高主风压力。提高主风压力则相应提高了反应再生系统的操作压力，克服流动压降后，烟气进烟机的压力和反应油气进主分馏塔的压力相应提高，亦即赋予其更高的有效能能级。在维持余锅进气压力不变的条件下，烟机出力更大，可借发电机组产生更多的电功外送。
2)配合反应压力提高，设置透平膨胀机回收反应油气一次的压力能和高温段热能，所获功或发电外送或(辅助)驱动富气压缩机，在压比和分子流率以及等熵膨胀效率相同的情况下，透平膨胀的进气温度越高，做功能力越强。
3)透平膨胀机是现有技术条件下回收高温带压流体能量之最有效的方式，其第二定律能效最高，远高于余锅和循环油浆产汽。虽然会因此减少循环油浆的产汽量，但透平收获的有效能多，因而效益佳。
4)整个工艺除在反应油气进主分馏塔转油线上新增透平膨胀机外，其他均无改变，新增油气透平压差不大，因此，背压气温降不大，还处于过热状态，相应主分馏塔的操作不会受到影响。
本发明工艺具有如下优点及有益效果：
1)提高烟机出力
利用再生烟气分子流率稍大于主风，烟机和主风机压比基本相同，但烟气温度远高于主风温度的特点，通过提高主风压力即烟气压力，在弥补主风机功耗增加的同时，获得了更多的烟机出力差额，并通过发电机组产功外送。
2)高效回收反应油气的压力能和高温段热能
原流程反应油气的压力能和高温段热能被降级产中压蒸汽，新流程则通过膨胀机将其回收做功，第二定律能效大大提高，并巧妙的呼应了主风提压。
3)反应油气透平能长周期运行
反应油气温度进透平温度在500℃左右，经沉降和多级旋风分离后，催化剂微尘含量极低；同时透平压差不大，背压气还处于高过热状态，不会因为膨胀降温而出现凝液。
4)在压力许可的范围内适当提压反再系统，对反应平衡和催化剂再生基本不构成影响，因此目标产物的收率以及质量指标不会受到影响，控制方案不会因此需要做大的调整，故新工艺适于老装置改造和新装置建设。
附图说明
图1为本发明对比例1的现有催化裂化装置再生烟气和反应油气流程图。
图2为本发明实施例1的催化裂化再生烟气和反应油气流程图。
1-主分馏塔；2-循环油浆蒸汽发生器；3-富气压缩机；4-提升管反应器；5-沉降器；6-再生催化剂斜管；7-待生催化剂斜管；8-烧焦再生器；9-沉降器；10-三级旋风分离器、11、烟气轮机；12-主风机、13-发电机、14-余热锅炉；15-烟气脱硫脱硝；16-反应油气透平膨胀机。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
对比例1
对比例为现有某80万吨/年催化裂化装置再生烟气和反应油气的工艺流程。如图1所示，新鲜原料(93t/h、220℃)和来自主分馏塔1的回炼油(23t/h、336℃)及回炼油浆(12t/h、290℃，不是常规流程，图中未标出)依次进提升管反应器4，与来自再生斜管6的再生催化剂(812t/h、662℃)和为腾出再生催化剂分子筛孔隙从提升管底部注入的1.0MPag过热蒸汽(15.6t/h)一起，沿提升管以流化状态边高速上升边进行催化裂化反应，约2～4秒钟后，反应完成进入沉降器5，借重力和旋风分离实现反应油气和催化剂分离。其中，脱净催化剂颗粒的反应油气(500℃、137.2t/h、50832Nm3/h、0.22MPag)自压进主分馏塔1脱过热段，被循环油浆取热1156×104kcal/h交蒸汽发生器2发生3.5MPa饱和蒸汽21t/h，在降温到367℃后以饱和状态进入精馏段，分离得到富气、粗汽油、柴油和回炼油。其中柴油出装置，回炼油返提升管，粗汽油经泵提压进吸收塔，富气(0.1MPag、30℃、20000Nm3/h)则经三级压缩升压到1.1MPag送吸收塔。富气压缩机3由背压透平驱动，消耗3.5MPag蒸汽21t/h，折轴功1115kw。而表面积碳催化剂则聚集在沉降器5的下部，依重力经待生斜管7自压进再生烧焦器8，在来自主风机12主风(0.3MPag、240℃、110000Nm3/h)的作用下(耗功8348kW)，发生氧化反应，烧去催化剂表面积碳，恢复活性后经沉降器9和再生斜管6送提升管反应器4循环使用。经沉降器和三级旋风分离器10脱除催化剂粉尘后的再生烟气(0.2MPag、662℃、115000Nm3/h)则先进烟机膨胀11做功，然后以微正压状态(0.015MPag、422℃)进入余热锅炉14发生中压蒸汽，外取热器及余热锅炉共发3.5MPa蒸汽45t/h，最后烟气约150℃经脱硫脱硝15后排大气。流程中，烟机出力9262kw，其中8348kw提压主风，914kw交发电机13(为了应对烟机事故停工，实际生产过程中有约2000Nm3/h烟气走旁路跨烟机直接进余锅)。
实施例1
本实施例为一种催化裂化装置适当提压反再系统和利用膨胀透平回收反应油气能量的新工艺，其流程如图2所示。具体过程如下：
如图2所示，新鲜原料(93t/h、220℃)和来自主分馏塔1的回炼油(23t/h、336℃)及回炼油浆(12t/h、290℃，不是常规流程，图中未标出)依次进提升管反应器4，与来自再生斜管6的再生催化剂(812t/h、662℃)和为腾出再生催化剂分子筛孔隙从提升管底部注入的1.0MPag过热蒸汽(15.6t/h)一起，沿提升管以流化状态边高速上升边进行催化裂化反应，约2～4秒钟后，反应完成进入沉降器5，借重力和旋风分离实现反应油气和催化剂分离。其中，脱净催化剂颗粒的反应油气(500℃、137.2t/h、50832Nm3/h、0.52MPag)经新增的透平膨胀机16降压至0.22MPag，在出力1864kW后，482℃自压进主分馏塔1脱过热段，被循环油浆取热991×104kcal/h交蒸汽发生器2发生3.5MPa饱和蒸汽18t/h，降温至367℃以饱和状态进入精馏段，分离得到富气、粗汽油、柴油和回炼油。其中柴油离开主分馏塔，回炼油返提升管，粗汽油经泵提压进吸收塔，富气(0.1MPag、30℃、20000Nm3/h)则经三级压缩升压到1.1MPag送吸收塔。富气压缩机3由背压透平驱动，消耗3.5MPag蒸汽21t/h，轴功1115kw(也可改由新增反应油气透平驱动)。而表面积碳催化剂则聚集在沉降器5的下部，依重力经待生斜管7自压进再生烧焦器8，在来自二级压缩主风机12(级间115℃、0.22MPag)的主风(0.6MPag、240℃、110000Nm3/h)的作用下(共耗功11675kW)，发生氧化反应，烧去催化剂表面积碳，恢复活性后经沉降器9和再生斜管6送提升管反应器4循环使用。经沉降器和三级旋风分离器10脱除催化剂粉尘后的再生烟气(0.5MPag、662℃、115000Nm3/h)则先进烟机膨胀11做功，然后以微正压状态(0.015MPag、368℃)进入余热锅炉14发生中压蒸汽，外取热器及余热锅炉共发3.5MPa蒸汽38.3t/h，最后烟气约150℃经脱硫脱硝15后排大气。流程中，烟机出力13569kw，其中11675kw提压主风，1894kw交发电机13(为了应对烟机紧急停工，实际生产过程中有约2000Nm3/h烟气走旁路跨烟机直接进余锅)。
实施例1与对比例能耗比较
对比例中，烟机11产功9262kW，扣除主风机12耗功8348kW，发电914kw；富气压缩机3背压透平消耗3.5MPag蒸汽21t/h，耗功1115kW；余锅和外取热器产3.5MPag蒸汽45t/h，循环油浆产3.5MPag蒸汽21t/h，合计66t/h。
实施例1中，主风压力由0.3MPag提压到0.6MPag，相应主风机由一级压缩改二级压缩(一级出口0.216MPag、202.6℃，经循环水冷却至115℃进二级；二级出口0.6MPag、240℃)，共耗轴功11675kW；烟机进气压力则由0.2MPag升至0.5MPag(温度662℃保持不变)，在膨胀出力13569kW后降压至0.015MPag后送余锅，由于温度从对比例422℃降到了368℃，余锅少产3.5MPag蒸汽6.7t/h；反应油气的压力则从0.22MPag提高到0.52MPag，经透平背压到0.22MPag出力1864kW后进主分馏塔，由于温度从500℃下降到482℃，循环油浆少产3.5MPag蒸汽3t/h。
表1列出了对比例和实施例的主要能耗参数。表1对比例和实施例主要能耗参数对比
*取等熵膨胀效率78％。
从表1可以看出，相较于对比例，实施例1：
1)烟机发电增加980kW、新增反应油气透平获功1864kW，合计2844kw。
2)余锅和循环油浆合计少产3.5MPa蒸汽9.7t/h。
按3.5MPa蒸汽200元/t、电价0.9元/kwh计算，实施例较比较例可实现年综合效益520.5万元。说明新工艺中，虽然余锅和循环油浆产汽会减少，但等值能量时，电的有效能远高于中压蒸汽，故新工艺是效益增加的。
另外根据节约1度电等于减排0.997千克CO2，节约1千克标准煤等于减排2.493千克CO2，一千克煤的标准热值是0.7×104kcal，新工艺可节约CO2排放量1108kg/h，折合9309t/a。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其它的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。

Claims (9)

1.一种回收反应能量的方法，其特征在于，利用催化裂化装置进行催化裂化反应，所述的装置包括主分馏塔、提升管反应器、烧焦再生器，具体步骤如下：
1)新鲜原料油和来自主分馏塔的回炼油，进入提升管反应器，与再生催化剂和过热蒸汽混合，沿提升管反应器以流化状态进行催化裂化反应，产生反应油气和催化剂；
2)将步骤1)的反应油气通入透平膨胀机，透平膨胀机做功，反应油气降压成饱和状态进入主分馏塔，其中，透平膨胀机的进气压力控制在0.42-0.72MPag，出口压力控制在0.22MPag；
3)将步骤1)的催化剂通入烧焦再生器，以及经空气主风机的空气通入烧焦再生器，在烧焦再生器中催化剂经空气氧化再生，副产物烟气依次经过三级旋风分离器、烟气轮机、余热锅炉、烟气脱硫脱硝后排出，其中，空气主风机是二级压缩、最后一级出口压力控制在0.5-0.8MPag、出口温度控制在240℃。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
步骤(2)中，反应油气进入主分馏塔的温度控制在460-500℃。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
步骤(2)中，反应油气进入主分馏塔的温度控制在470℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
步骤(2)中，透平膨胀机的进气压力控制在0.55MPag。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
步骤(3)中，主风机最后一级出口压力控制在0.63MPag。
6.根据权利要求1～5任意一项所述的方法，其特征在于：
步骤(3)中，烟气轮机进气压力控制在0.4-0.7MPag。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
步骤(3)中，烟气轮机进气压力控制在0.53MPag。
8.根据权利要求1～7任意一项所述的方法，其特征在于：
步骤(3)中，烟气轮机进气温度控制在650-670℃。
9.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
步骤(3)中，烟气轮机进气温度控制在660℃。
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